Ректификационная установка для разделения смеси ацетон-этанол

Размещено на http://www.allbest.ru/

МО

РБ

УО «Полоцкий государственный университет»

Кафедра химической техники

Расчетно-пояснительная записка

по дисциплине: «Процессы и аппараты химической технологии»

на тему: Ректификационная установка для разделения смеси ацетон-этанол

Выполнил: студент гр. 05-МА

Василенко Р.В.

Проверил: доцент кафедры ХТ

Сафронова Е.В.

Новополоцк 2008

СОДЕРЖАНИЕ:

Введение

1. Расчет материального баланса и рабочего флегмового числа

2. Построение равновесной и рабочей линии и диаграммы

3. Определение скорости пара и диаметра колонны

4. Расчёт гидравлического сопротивления тарелок

5. Определение числа тарелок

6. Определение размеров колонны

7. Тепловой баланс колонны

8. Тепловой расчёт теплообменного оборудования

8.1 Расчет и подбор дефлегматора

8.2 Расчет и подбор кипятильника

8.3 Расчет и подбор подогревателя сырья

9. Расчёт и выбор насоса

10. Расчёт и подбор штуцеров

Приложение

Список используемой литературы



ВВЕДЕНИЕ

Ректификация -- массообменный процесс, который осуществляется в большинстве случаев в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами (насадки тарелки) аналогичными используемым в процессе абсорбции. Поэтому методы подход к расчету и проектированию ректификационных и абсорбционных установок имею много общего. Тем не менее ряд особенностей процесса ректификации (различие соотношение нагрузок по жидкости и пару в нижней и верхней частях колонны, переменные по высоте колонны физические свойства фаз и коэффициент распределения, совместное протекание процессов массо- и теплопереноса) осложняет его расчет. Принципиальная схема ректификационной установки представлена на рис. 1. Исходную смесь из промежуточной емкости 1 центробежным насосом 2 подают в теплообменник 3, где она подогревается до температуры кипения. Нагретая смесь поступает на разделение в ректификационную колонну 5 на тарелку питания, где состав жидкости равен составу исходной смеси х_F

Рис.1. Принципиальная схема ректификационной установки: 1 - емкость для исходной смеси ; 2, 9- насосы; 3- теплообменник-подогреватель; 4 - кипятильник; 5- ректификационная колонна; 6- дефлегматор; 7- холодильник дистиллята; 8- ёмкость для сбора дистиллята; 10- холодильник кубовой жидкости; 11- ёмкость для кубовой жидкости.

Стекая вниз по колонне, жидкость взаимодействует с поднимающимся вверх паром, образующимся при кипении кубовой жидкости в кипятильнике 4. Начальный состав пара примерно равен составу кубового остатка х_W , т. е. обеднен легколетучим компонентом. В результате массообмена с жидкостью пар обогащается легколетучим компонентом. Для более полного обогащения верхнюю часть колонны орошают в соответствии с заданным флегмовым числом жидкостью (флегмой) состава х_D, получаемой в дефлегматоре 6 путем конденсации пара, выходящего из колонны. Часть конденсата выводится из дефлегматора в виде готового продукта разделения - дистиллята, который охлаждается в теплообменнике 7 и направляется в промежуточную емкость 8. Из кубовой части колонны насосом 9 непрерывно выводится кубовая жидкость - продукт, обогащенный труднолетучим компонентом, который охлаждается в теплообменнике 10 и направляется в емкость 11. Таким образом, в ректификационной колонне осуществляется непрерывный неравновесный процесс разделения исходной бинарной смеси на дистиллят (с высоким содержанием легколетучего компонента) и кубовый остаток (обогащенный труднолетучим компонентом). Расчет ректификационной колонны сводится к определению ее основных геометрических размеров - диаметра и высоты. Оба параметра в значительной мере определяются гидродинамическим режимом работы колонны, который, в свою очередь, зависит от скоростей и физических свойств фаз, а также от типа насадки. Расчет ректиификационной колоны сводится к определению ее основных геометрических размеров - диаметра и высоты. Оба параметра в значительной мере определяются гидродинамическим режимом работы колоны, который, в свою очередь, зависит от скоростей и физических свойств фаз.

1 РАСЧЕТ МАТЕРИАЛЬНОГО БАЛАНСА И РАБОЧЕГО ФЛЕГМОВОГО ЧИСЛА

флегмовый пар тераска колонна тепловой

Содержание легколетучего компонента:

- в исходной смеси;

- в дистилляте;

- в кубовом остатке;

т/ч - производительность по исходной смеси.

Производительность колонны по дистилляту D кубовому остатку W определим из уравнений материального баланса колонны:

Отсюда находим:

т/ч

т/ч

Нагрузки ректификационной колонны по пару и жидкости определяются рабочим флегмовым числом R; его оптимальное значение R_опт можно найти путём технико-экономического расчета. Используют приближенные вычисления, основанные на определении коэффициента избытка флегмы (орошения)

=RR_{min ,} Здесь R_min- минимальное флегмовое число:

,

где - минимальное флегмовое число



,

где x_F и x_D- мольные доли легколетучего компонента соответственно в исходной смеси и дистилляте, кмоль/кмоль смеси; y_F^*- концентрация легколетучего компонента в паре, находящемся в равновесии с исходной смесью, кмоль/кмоль смеси.

Определим R . Пересчитаем составы фаз из массовых долей в мольные по соотношению

кмоль/кмоль см.

где M_м и М_в - молекулярные массы соответственно метанола и воды, кг/кмоль.

Аналогично найдем:

кмоль/кмоль см.

кмоль/кмоль см.

- определяем по графику 1.

Тогда минимальное флегмовое число равно:

Тогда оптимальное флегмовое число равно:

Пересчитаем массовые расходы в мольные



2. ПОСТРОЕНИЕ РАВНОВЕСНОЙ И РАБОЧЕЙ ЛИНИИ (y-x) И ДИАГРАММЫ (t, x,y)

Таблица 1 - Равновесное состояние парп и жидкости для смеси метонол- вода

Смесь	x	0	2	4	6	10	20	30	40	50	60	70	80	90	100
Метанол- вода	y	0	13.4	23.0	30.4	41.8	57.9	66.5	72.9	77.9	82.5	87.0	91.5	95.8	100
	t	100	96.4	93.5	91.2	87.7	81.7	78.0	75.3	73.1	71.2	69.3	67.5	66.0	64.5

По данным таблицы 1 строим график зависимости y=f(x) - рис.1

Определим уравнения рабочих линий:

1)верхней части колонны

2)нижней части колонны

Относительный мольный расход питания:

По данным таблицы 1 строим график t=f(x,y) - рис.2.

3. ОПРЕДЕЛЕНИЕ СКОРОСТИ ПАРА И ДИАМЕТРА КОЛОННЫ

Средние концентрации жидкости:

а) в верхней части колонны

б) в нижней части колонны

Средние концентрации пара находим по уравнению рабочих линий:

а) в верхней части колонны

б) в нижней части колонны

Средние температуры пара определяем по диаграмме t-x,y (рис.2)

а) при

б) при

Средние мольные массы и плотности пара:

а) в верхней части колонны

кг/кмоль;

кг/м³.

б) в нижней части колонны

кг/кмоль;

кг/м³.

Средняя плотность пара в колонне

кг/м³.

Найдем по справочнику [2] плотности жидких метанола и воды. Температура вверху колонны при y_D=0.88 равняется 69?С, а в кубе-испарителе при x_w=0.03 равняется 95?С.

Плотность жидкого метанола при 69?С с_м=747 кг/м³, а воды при 69?С с_в=978 кг/м³.

Средняя плотность жидкости вверху колонны:

Плотность жидкого метанола при 95?С с_м=719.5кг/м³, а воды при 95?С с_в=961.5кг/м³.

Средняя плотность жидкости внизу колонны:

Принимаем среднюю плотность жидкости в колонне:

кг/м³.

Определяем скорость пара в колонне по уравнению:

,

где C-коэффициент, зависящий от конструкции тарелок, расстояния между тарелками, рабочего давления в колонне, нагрузки колонны по жидкости;

с_ж и с_п-плотности жидкости и пара,кг/м³.

По рис.7.2 [стр.314, 2] определяем коэффициент С в зависимости от расстояния между ситчатыми тарелками h (примем h=400мм) для ректификационной колонны , работающей под атмосферном давлении и средних нагрузках по жидкости. С=0.058.

Тогда м/с.

Объемный расход проходящего через колонну пара при средней температуре в колонне:

.

,

Где -расход дистиллята, ;

R- флегмовое число;

T_ср- средняя температура в колонне, К;

P₀- давление при н.у;

T₀- температура при н.у.

P- рабочее давление.

м³/с.

Диаметр колонны:

м.

По каталогу [1] берем D=1400 мм. Тогда скорость пара в колонне будет равна:

м/с.

Для колонны диаметром D=1400 мм выбираем ситчатую тарелку типа ТС-Р со следующими конструктивными размерами, [1, стр.217]:

Свободное сечение колонны, - 1.54; Рабочее сечение тарелки - 1.368; Сечение перелива, - 0.087; Относительная площадь перелива, % - 5.65; Периметр слива , м - 0.86; Масса, кг - 72



4. РАСЧЕТ ГИДРАВЛИЧЕСКОГО СОПРАТИВЛЕНИЯ ТАРЕЛОК

Принимаем следующие размеры ситчатой тарелки: диаметр отверстий d₀=4мм, высота сливной перегородки h_п=40мм. Свободное сечение тарелки(суммарная площадь отверстий) 8% от общей площади тарелки. Площадь, занимаемая двумя сегментными переливными стаканами, составляет 5.65% от общей площади тарелки.

Рассчитаем гидравлическое сопротивление тарелки в верхней и нижней части колонны по уравнению:

,

где - гидравлическое сопративление сухой тарелки;

- сопративление, обусловленое силами поверхностного натяжения;

- сопративление парожидкостного слоя.

1. Верхняя часть колонны.

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

,

где ж=1.82-коэффициент сопротивления неорошаемых ситчатых тарелок со свободным сечением 8%;

щ₀= щ/0.08=1.36/0.08=17 м/с - скорость пара в отверстиях тарелки;

с_п- плотность пара.

Па.

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

,

где у- поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в верхней части колонны 73?С:

для метанола у_м=18.16·10^-3Н/м;

для воды у_в=63.86·10^-3Н/м.

Тогда

Н/м.

Па.

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

,

где h_пж- высота парожидкостного слоя:

,

где - высота сливной перегородки;

Дh- высота слоя над сливной перегородкой:

,

где V_ж- объемный расход жидкости, м³/с;

П- периметр сливной перегородки, м;

k=с_пж/с_ж- отношение плотности парожидкостного слоя к плотности жидкости, принимаем равным 0.5.

Объемный расход жидкости в верхней части колонны:

,



где - мольный расход дистилята, кмоль/с;

R- флегмовое число;

М_ср- средняя мольная масса жидкости, кг/кмоль.

кг/кмоль.

м³/с.

Находим Дh:

м.

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

м.

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

Па.

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в верхней части колонны:

Па.

2. Нижняя часть колонны.

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

,

где ж=1.82-коэффициент сопротивления неорошаемых ситчатых тарелок со свободным сечением 8%;

щ₀= щ/0.08=1.36/0.08=17 м/с- скорость пара в отверстиях тарелки;

с_п- плотность пара.

Па.

Сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

,



где у- поверхностное натяжение жидкости при средней температуре в нижней части колонны 75?С:

для метана у_м=18·10^-3Н/м;

для воды у_в=63.5·10^-3Н/м.

Тогда

Н/м.

Па.

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

,

где h_пж- высота парожидкостного слоя:

,

где Дh- высота слоя над сливной перегородкой:

,

где V_ж- объемный расход жидкости, м³/с;

П- периметр сливной перегородки, м;

k=с_пж/с_ж- отношение плотности парожидкостного слоя к плотности жидкости, принимаем равным 0.5.

Объемный расход жидкости в нижней части колонны:

,

где - мольный расход дистилята, кмоль/с;

R- флегмовое число;

М_ср- средняя мольная масса жидкости, кг/кмоль.

кг/кмоль..

м³/с.

Находим Дh:

м.

Высота парожидкостного слоя на тарелке:

м.

Сопротивление парожидкостного слоя на тарелке:

Па.

Общее гидравлическое сопротивление тарелки в ниженей части колонны:

Па.

Проверим, соблюдается ли при расстоянии между тарелками h=0.4м необходимое для нормальной работы тарелок условие:

.

Для тарелок нижней части колонны, у которых гидравлическое сопротивление Дp больше, чем у тарелок верхней части:

, .

Следовательно, условие соблюдается.

Проверим равномерность работы тарелок - рассчитаем минимальную скорость пара в отверстиях щ_0мин, достаточную для того, чтобы ситчатая тарелка работала всеми отверстиями:

м/с.;

Следовательно, тарелки будут работать всеми отверстиями.

5. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ЧИСЛА ТАРЕЛОК

Число теоретических тарелок, которое обеспечивает заданную четкость разделения, находим путем построения ступенчатой линии между рабочей и равновесной линиями. Построение ступенчатой линии проводим от концентраций X_F, X_D и от X_W, X_F.

Число ступеней в пределах концентраций X_F…X_D равно числу теоретических тарелок в верхней секции колонны. Число ступеней в пределах концентраций X_W…X_F равно числу теоретических тарелок нижней секции колонны.

В результате построения получаем :

число теоретических тарелок в верхней секции колонны - 3;

число теоретических тарелок в нижней секции колонны - 4;

общее число теоретических тарелок - 7.

Определение число тарелок:

Число тарелок рассчитывается по уравнению:

,

где n_Т- теоретическое число тарелок;

з- средний к. п. д. тарелок.

Для определения среднего к. п. д. ситчатых тарелок найдем коэффициент относительной летучести разделяемых компонентов

,

где Р_м- давление насыщенного пара метанола [стр.565, 2]

где Р_в- давление насыщенного пара воды [стр.565, 2]

К.п.д. в верхней части колонны при температуре :

.

Рассчитаем динамический коэффициент вязкости смеси по формуле:

,

где - динамические коэффициенты вязкости метанола и воды соответственно;

- массовые доли метанола и воды в смеси соответственно

,

Тогда

По графику [рис.7.4, стр.323,2] находим з=0.43

К.п.д. в средней части колонны при температуре :

Рассчитаем динамический коэффициент вязкости смеси:

,

где - динамические коэффициенты вязкости метанола и воды

- массовые доли метанола и воды в смеси соответственно

,

Тогда

По графику [рис.7.4, стр.323,2] находим з=0.46

К.п.д. в нижней части колонны при температуре :

Рассчитаем динамический коэффициент вязкости смеси:

,

где - динамические коэффициенты вязкости ацетона и этанола соответственно;

- массовые доли ацетона и этанола в смеси соответственно

,

Тогда

По графику [рис.7.4, стр.323,2] находим з=0.47

Средний к.п.д. в колонне будет равен:

Длина пути жидкости на тарелке:

м,

где R- радиус тарелки;

П- периметр перелива.

Средний к.п.д. тарелок по уравнению:

,

где Д-поправка на длину пути.

По графику [рис.7.5, стр.324,2] находим значение поправки на длину пути Д=0.052.

Число тарелок:

в верхней части колонны:

в нижней части колонны:

Общее число тарелок 16, с запасом 20 тарелки. Из них в верхней части 9 тарелок и в нижней 11 тарелок.

Высота тарельчатой части колонны:

м.

Общее гидравлическое сопротивление тарелок:

Па или 0.13кгс/см².

6. ОПРЕДЕЛЕНИЕ РАЗМЕРОВ КОЛОННЫ

Диаметр колонны:

D=1.4м.

Высота колонны.

1. Высота от верха колонны до тарелок в верхней части колонны:

м.

2. Высота верхней части колонны:

,

где Н-расстояние между тарелками, h=0.4м.

м.

На корпусе цельносварного тарельчатого аппарата предусмотрены люки для обслуживания тарелок. Люки рекомендуется предусматривать для каждых 5-10 тарелок, располагая их попеременно с диаметрально противоположных сторон корпуса.

Люки изготавливают по ОСТ 26-2000-77 - ОСТ 26-2015-77.

Для колонн диаметром 1000 - 1600мм рекомендуется диаметр люка 500 мм, расстояние между тарелками в месте установки люка 800мм.

Установка люков в верхней части колонны: 1 люк над верхней зоной колонны, 2-ой люк через 5 тарелок, 3-ий люк в зоне ввода сырья,. Тогда высота верхней зоны колонны увеличится на

м.

Общая высота верхней зоны колонны:

м.

3. Высота зоны ввода сырья:

м.

4. Высота нижней части колонны:

м.

Установка люков в нижней часте колонны: 1 люк под нижней зоной колонны, 2-ой люк через 5 тарелок, 3-ий люк через 5 тарелок. Тогда высота нижней зоны колонны увеличится на

м.

Общая высота нижней зоны колонны:

м.

5. Высота зоны между нижней частью колонны и кубом жидкости:

м.

6. Высота зоны, которая обеспечивает работу насоса 10 минут:

,

где V₁₀- объемный расход жидкости, который обеспечит работу насоса 10 минут;

600- время работы насоса, с;

S- площадь колонны, м².

м²

Тогда

м.

Округлим до 0.1 м.

7. Высота юбки

м.

Высоту колонны найдем по формуле:

м.



7. ТЕПЛОВОЙ БАЛАНС КОЛОННЫ

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе, находим по уравнению:

,

где -удельная теплота конденсации дистиллята.

,

где и -удельные теплоты конденсации метанола и воды при температуре 69?С, которая соответствует концентрации .

По таблице [стр.524, 2] определяем удельные теплоты конденсации метанола и воды при температуре 69?С:

Дж/кг;

Дж/кг.

Дж/кг.

Тогда

Вт.

Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара, находим по уравнению:

,

где , , - удельные теплоемкости дистиллята, кубового остатка, исходной смеси при , , :



,

где , -теплоемкости ацетона и этилового спирта при температуре 56.7?С:

;

.

,

где , -теплоемкости ацетона и этилового спирта при температуре 76.4?С:

;

.

,

где , -теплоемкости ацетона и этилового спирта при температуре 65.1?С:

;

.

- тепловые потери, примем в размере 4% от полезно затрачиваемой теплоты.

Тогда

Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси находим по уравнению:

,

где -удельная теплоемкость исходной смеси при средней температуре:

,

где , -теплоемкости ацетона и этилового спирта при средней температуре 41.6?С:

;

.

- тепловые потери, примем в размере 5% от полезно затрачиваемой теплоты.

Вт.

,

где - удельная теплоемкость дистиллята при средней температуре:



,

где , -теплоемкости ацетона и этилового спирта при средней температуре 40.85?С:

;

.

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята находим по уравнению:

Вт.

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка находим по уравнению:

,

где -удельная теплоемкость исходной смеси при средней температуре:

,

где , -теплоемкости ацетона и этилового спирта при средней температуре 50.7?С:

;

.

Вт.

Расход греющего пара, имеющего давление и влажности 5%:

1) в кубе-испарителе

,

где - удельная теплота конденсации греющего пара.

кг/с;

2) в подогревателе исходной смеси

кг/с.

Всего кг/с или 6.37т/ч.

Расход охлаждающей воды при нагреве ее на 20?С:

1) в дефлегматоре

,

где - теплоемкость воды при 20?С:

- плотность воды при 20?С:

Тогда

м³/с;

2) в холодильнике дистиллята



,

где - теплоемкость воды при 20?С:

- плотность воды при 20?С:

Тогда

м³/с;

3) в водяном холодильнике кубового остатка

,

где - теплоемкость воды при 20?С:

- плотность воды при 20?С:

Тогда

м³/с;

Всего м³/с или 145м³/ч.

8. ТЕПЛОВОЙ РАСЧЁТ ТЕПЛООБМЕННОГО ОБОРУДОВАНИЯ

8.1 РАСЧЕТ И ПОДБОР ДЕФЛЕГМАТОРА

Пары с верха колонны поступают в дефлегматор, где конденсируются. После этого часть конденсата, называемая флегмой, возвращается в колонну, а остальная часть - дистиллят охлаждается и поступает в сборник дистиллята. В качестве конденсатора примем кожухотрубчатый конденсатор.

Рассчитаем горизонтальный кожухотрубчатый теплообменный аппарат для конденсации 5.42т/ч смеси, состоящей из ацетона и этилового спирта.

Жидкий конденсат отводится из дефлегматора при температуре конденсации. Охлаждающая вода, проходящая по трубам нагревается от 20 до 40 ?С .

Примем турбулентное течение воды в трубном пространстве.

Принимаем для межтрубного пространства индекс “1”, для трубного - “2”.

Температура конденсации дистилята

Температурная схема:

56.756.7

4020

Найдем среднюю разность температур:

Если , то

Если , то

Проверим условие: , тогда

.

Средняя температура охлаждающей воды:

.

Тепловая нагрузка:

Вт.

Расход охлаждающей воды:

кг/с;

Ориентировочно определяем величину площади поверхности теплообмена. По таблице 4.6 [стр.175, 2] среднее значение коэффициента теплопередачи для случая теплообмена от конденсирующегося пара органических веществ к воде (конденсаторы ). При этом

.

При турбулентном течении смеси в трубном пространстве .

Составим схему процесса теплопередачи.

Для обеспечения развитого турбулентного режима течения воды при скорость в трубах должна быть больше :

,

где - динамический коэффициент вязкости воды при 31.27?С.

- плотность воды при 31.27?С.

-внутренний диаметр труб

Принимаем трубы теплообменника диаметром

Тогда

.

Число труб мм, обеспечивающих объемный расход смеси при :

Условию и удовлетворяет [стр.508, 2] теплообменник:

Четырехходовый диаметром 1000 мм с числом труб на один ход , (общее число труб 736).

1. Коэффициент теплоотдачи для смеси.

Уточняем значение критерия :

,

где - Число труб мм, обеспечивающих объемный расход смеси при ;

n - число труб, приходящихся на один ход в выбранном теплообменнике

-режим движения турбулентный

Критерий Прандтля для воды при средней температуре 31.27?С определяем по таблице XXXIX[стр.512, 2]:

Определим параметр Nu по номограмме [стр.536, 2]:

[стр.156, 2]:

Тогда коэффициент теплоотдачи для воды:

.

2. Коэффициент теплоотдачи для конденсации дистиллята.

Рассчитаем коэффициент теплоотдачи для конденсирующейся смеси по уравнению

,

где - коэффициент теплопроводности смеси;

- плотность смеси;

d- наружные диаметр трубок теплообменника;

n- общее количество трубок;

- коэффициент динамической вязкости смеси;

G- массовый расход смеси.

Значения физико-химических констант берем при температуре конденсации 56.7 ?С

Коэффициенты теплопроводности стали [стр.534, 2].

Термическое сопротивление стальной стенки трубы:

Принимаем тепловую проводимость загрязнений: - со стороны смеси,

- со стороны воды [стр.506, 2].

Тогда

Коэффициент теплопередачи K считаем, как для плоской стенки, поскольку отношение больше 0.5:

С запасом 20%:

Такую поверхность имеет четырехходовой теплообменник с диаметром кожуха 1000 мм и длиной труб 4 м.

Основные параметры принятого дефлегматора.

По ГОСТ 15118-79 выбираем четырехходовый теплообменник.

Его параметры:

Наружный диаметр кожуха D, мм - 1000

Поверхность теплообмена ,м² - 226

Длина труб, м - 4.0

Диаметр труб, мм -

Количество труб, шт. - 736

Запас площади поверхности теплообмена:%.

8.2 РАСЧЕТ И ПОДБОР КИПЯТИЛЬНИКА

Тепло, подводимое в кипятильник, затрачивается на испарение дистиллята, испарение флегмы, нагревание остатка до температуры кипения, а также на компенсацию потерь тепла в окружающую среду.

В качестве кипятильника примем кожухотрубчатый испаритель с паровым пространством.

Необходимую площадь теплообмена определим по уравнению:

,

где К- коэффициент теплопередачи, принимаем [стр.47, 1], - средняя разность температур.

142.9 142.9

76.476.4

- температура насыщенного водяного пара при

- температура кипения смеси

.

Тогда

.

По ГОСТ 15121-79 выбираем испаритель одноходовой.

Его параметры:

Диаметр кожуха D, мм - 400

Поверхность теплообмена ,м² - 28

Длина труб, м - 3

Количество труб, шт. - 121

Запас площади поверхности теплообмена:%.

8.3 РАСЧЕТ И ПОДБОР ПОДОГРЕВАТЕЛЯ СЫРЬЯ

Рассчитаем горизонтальный кожухотрубчатый теплообменный аппарат для нагрева 14т/ч смеси, состоящей из ацетона и этилового спирта, от температуры 18?С до 65.1?С.

Подогрев будит осуществляться греющим водяным насыщенным паром, который имеет абсолютное давление p=4 кгс/см². В водяном паре содержится 0.5% влаги.

,

где К - коэффициент теплопередачи, принимаем ( [1] стр.47), - средняя разность температур.

142.9142.9

65.118

- температура насыщенного водяного пара при

.

По ГОСТ 15118-79 принимаем кожухотрубчатый теплообменник .

Его параметры:

Диаметр кожуха D, мм -1000

Диаметр труб, мм -

Число ходов - 4

Число труб, шт. - 1072

Длина труб, м - 4.0

Поверхность теплообмена, - 269

Площадь сечения одного хода по трубам, м²- 0.051.

Запас площади поверхности теплообмена:%.

9. РАСЧЁТ И ВЫБОР НАСОСА

Подобрать насос для перекачивания исходной смеси ацетон- этиловый спирт при температуре 18 °С из открытой ёмкости в аппарат, работающий под атмосферным давлением. Расход жидкости 3.89 кгс (0.00491м³/с).

Геометрическая высота подъёма жидкости:

Длина трубопровода на линии всасывания 10 м, на линии нагнетания 30 м.

Проверить возможность установки насоса на высоте 4 м над уровнем жидкости в ёмкости.

Выбор трубопровода:

Для всасывающего и нагнетательного трубопровода примем одинаковую скорость течения жидкости, равную 2 мс. Тогда диаметр равен:

,

где G- расход сырья, кг/с;

- скорость течения жидкости, примем ;

- плотность сырья при температуре 18?С:

Тогда

.

Выбираем стальную трубу наружным диаметром 56 мм, толщиной стенки

3.5 мм [стр.16, 1]. Внутренний диаметр трубы d = 0.049 м. Фактическая скорость сырья в трубе:

.

Примем, что коррозия трубопровода незначительна.

Определение потерь на трение местные сопротивления:

,

где - вязкость сырья при 18?С:

,

где - вязкость ацетона и этилового спирта при 18?С:

;

;

.

Тогда

,

т.е. режим течения турбулентный. Примем абсолютную шероховатость равной =210^-4 м.

Тогда:

Далее получим:

Таким образом, в трубопроводе имеет автомодельное трение, и расчет следует проводить по формуле:

Определим сумму коэффициентов местных сопротивлений:

сумма коэффициентов во всасывающей линии:

вход в трубу с острыми краями - ;

вентиль нормальный - ;

Тогда:

сумма коэффициентов в нагнетательной линии:

2 колена с углом 90 градусов -

выход из трубы - ;

вентиль нормальный - ;

2 колена с углом 90 градусов -

Потерянный напор во всасывающей и нагнетательной линии находим по формуле:

Общие потери напора:

h_п=h_{п вс}+h_{п наг}=3.768+8.619=12.387м.

Выбор насоса.

Находим потребный напор насоса по формуле:

.

одноступенчатыми центробежными насосами. Учитывая широкое распространение этих насосов в промышленности ввиду достаточно высокого к.п.д., компактности и удобства комбинирования с электродвигателями, выбираем для последующего рассмотрения именно эти насосы.

Полезную мощность насоса определим по формуле:

N_п=·g·Q·С ,

где - плотность жидкости, кг/м³;

g- ускорение свободного падения, м/с²;

Q- производительность, м³/с;

H- напор, м.

N_п = 792.24·9.81·0.00491·25.29 = 965.064 Вт = 0.965 кВт

Примем _пер=1 и _н=0.6 (для центробежного насоса средней производительности), найдём по формуле мощность на валу двигателя:

кВт

По таблице устанавливаем, что заданной подаче и напору более всего соответствует центробежный насос марки Х20/31, для которого при оптимальных условиях работы Q=5.5·10^-3 м³/с, Н=31 м, _н=0.55. Насос обеспечен электродвигателем ВАО-41-2 номинальной мощностью N_н=5.5 кВт, _дв=0.84. Частота вращения вала n = 48.3 с^-1.

Определение предельной высоты всасывания

Рассчитаем запас напора на кавитацию:

h_з=0.3· (Q·n²)^2/3,

где n- частота вращения вала, с^-1

h_з=0.3· (Q·n²)^2/3=0.3·(0.00491·48.3²)^2/3=1.524 м

По таблицам давлений насыщенного пара найдём, что при 18°С P_t=10605.35 Па.

Примем, что атмосферное давление равно P₁=1.0133·10⁵ Па, а диаметр всасывающего патрубка равен диаметру трубопровода. Тогда по формуле найдём:

м.

Таким образом, можно располагать насоса на высоте над уровнем жидкости в ёмкости.



10. ПОДБОР ШТУЦЕРОВ

1. Для ввода сырья в колонну

принимаем скорость сырья

- плотность при вводе сырья в колонну (при )

Принимаем штуцер по ОСТ 26 - 1404 - 76 - ОСТ26 - 1410 - 76

по табл. 10.2 [6],

D_y = 0.05м

d=0.051

Скорость на входе сырья в колонну:

2. Для отвода жидкости из куба

;

Принимаем штуцер по ОСТ 26 - 1404 - 76 - ОСТ26 - 1410 - 76 по табл. 10.2 [6]

D_y = 0.08 м

d=0.081, тогда

.

3. Для возврата флегмы в колонну

;

Принимаем штуцер по ОСТ 26 - 1404 - 76 - ОСТ26 - 1410 - 76 по табл. 10.2 [6]

D_y = 0.05м; d=0.051, тогда

4. Для ввода горячей струи в колонну

Принимаем штуцер по ОСТ 26 - 1404 - 76 - ОСТ26 - 1410 - 76 по табл. 10.2 [6] D_y = 0.5м; d=0.506

.

5. Штуцер для вывода дистиллята

Принимаем штуцер по ОСТ 26 - 1404 - 76 - ОСТ26 - 1410 - 76 по табл. 10.2 [6] с D_y = 0.4м; d=0.406,тогда

.

6. Штуцера для конденсатора принимаем по таблице 2.6 [стр. 55, 1.]

Для трубного пространства принимаем штуцер D_y =0.2м

Для межтрубного пространства принимаем штуцер D_y =0.3м



СПИСОК ИСПОЛЬЗУЕМОЙ ЛИТЕРАТУРЫ

1. Основные процессы и аппараты химической технологии. Пособие по проектированию под ред. Ю.И. Дытнерского. -М.: Химия,1991.

2. Павлов К.Ф., Романков П.Т., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. -Л.: Химия,1987.

3. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. - М.: Химия, 1971.

4. Справочник химика. Т2.- М-Л: Госхимиздат, 1963

5. Коган В.Б., Фридман В.М., Кафаров В.В. Равновесие между жидкостью и паром. - М-Л: Наука, 1986.

6. Лащинский А.А., Толчинский А.Р. Основы конструирования и расчёта химической аппаратуры .- Л.: Машиностроение, 1970.

7. Колонные аппараты. Каталог-М.:ЦИНТИхимнефтемаш, 1987.



ПРИЛОЖЕНИЕ

Рис. 1 - Диаграмма y=f(x)



Рис. 2 - Диаграмма t-x,y

Размещено на Allbest.ru